CN106979665B - 一种提纯合成气的方法及其设备 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种提纯合成气的方法及其设备，属于合成气分离提纯技术领域。该方法包括：将合成气原料通入低温换热器中进行降温处理；将经降温处理后的合成气原料在分离器中进行气液分离，获得一级气相和一级液相，将一级气相返回至低温换热器中复热后制得富H2气体；将一级液相通入至一级精馏塔中进行气液分离，获得二级气相和二级液相，将二级气相返回至低温换热器中复热后制得富N2气体；以及将二级液相通入至二级精馏塔中进行气液分离，获得三级气相和三级液相，将三级气相返回至低温换热器中复热后制得CO，将三级液相返回至低温换热器中复热后制得富CH4气体。本发明的工艺流程简单、能耗低、设备投资低、产品纯度高。

Description

一种提纯合成气的方法及其设备
技术领域
本发明涉及合成气分离提纯技术领域，具体而言，涉及一种提纯合成气的方法及其设备。
背景技术
合成气是以CO和H2为主要组分，用作化工原料的一种原料气。作为重要的羰基合成原料气，由CO出发可以制取几乎所有的有机化学品，如甲醇、甲酸、甲胺、乙酸、异氰酸酯、乙二酸、乙二醇、碳酸二甲酯、光气和农药除草剂等。
工业上分离精制CO工艺主要有变压吸附(PSA)分离技术、膜分离技术和深冷分离技术。
PSA工艺优点是可在常温下进行操作，缺点包括：(1)CO产品气压力低，下游无法直接利用；(2)产品收率较低；(3)单系列规模有限，大规模装置需要平行使用多套装置；(4)程控阀需要频繁切换，因此故障率高；(5)需抽真空解吸，产品气易混入空气杂质。
膜分离过程不发生相变，能耗较低，同时膜分离装置的规模可根据处理量的要求而发生改变，具备运行可靠、设备简单、操作简易的优点，缺点包括：(1)产品收率低；(2)产品纯度低；(3)当前分离CO的专用膜性能不完善，离工业化还有一段距离。
深冷分离技术是一种高压低温技术，根据各组分沸点，将混合气深冷液化，在-210～-105℃范围内进行深冷精馏。该技术优点有：(1)工艺成熟，操作稳定；(2)使用范围广、处理量大、占地少；(3)产品纯度高、收率高，运行能耗低。
随着装置规模的日益大型化深冷分离技术成为首选的技术。
现有合成气低温分离提取CO和H2产品的技术，多利用原料气自身压力节流降压，为原料气分离、CO提纯提供冷量，这种方法虽然无需外部冷量提供，但是得到的产品压力低，需要使用价格昂贵的CO压缩机，才能为产品CO的继续使用提供足够的压力，同时还有能耗较高、流程复杂、原料气适应范围小、过分依赖液氮等缺点。
同时，现有的合成气低温分离提取CO和H2产品的技术提纯效果还没有进一步改善、产品纯度不高，仍然含有N2和CH4等杂质气体，不利于后续加工生产。
基于上述缺点，开发一种流程简单、能耗低、设备投资低、产品纯度高且CO产品可直接根据下游客户需求生产的合成气分离的工艺显得尤其重要。
发明内容
本发明的目的在于提供一种提纯合成气的方法，其工艺流程简单、能耗低、设备投资低、产品纯度高，并且制备的CO和H2产品可直接根据下游客户需求进行生产。
本发明的另一目的在于提供一种提纯合成气的设备，其设备投资低、CO和H2产品纯度高。
本发明的实施例是这样实现的：
一种提纯合成气的方法，该方法包括以下步骤：
将合成气原料通入低温换热器中进行降温处理；
将经降温处理后的合成气原料在分离器中进行气液分离，获得一级气相和一级液相，将一级气相返回至低温换热器中复热后制得富H2气体；
将一级液相通入至一级精馏塔中进行低温精馏，获得二级气相和二级液相，将二级气相返回至低温换热器中复热后制得富N2气体；以及
将二级液相通入至二级精馏塔中进行低温精馏，获得三级气相和三级液相，将三级气相返回至低温换热器中复热后制得CO，将三级液相返回至低温换热器中复热后制得富CH4气体。
在本发明较佳的实施例中，上述方法还包括：在将一级液相通入至一级精馏塔中进行气液分离之前，对一级液相进行闪蒸处理，以去除残留在一级液相中的H2和部分N2。
在本发明较佳的实施例中，上述闪蒸处理为一级闪蒸或连续的多级闪蒸。
在本发明较佳的实施例中，上述一级精馏塔的再沸器所需的热量来自于低温换热器中的热物流。
在本发明较佳的实施例中，上述二级精馏塔的再沸器所需的热量来自于所述低温换热器中的热物流。
在本发明较佳的实施例中，上述方法采用循环压缩机为低温换热器、一级精馏塔和二级精馏塔提供冷量；将从循环压缩机获得的高压冷剂通入至低温换热器中换热后分流成三股冷剂，并通过减压阀将高压冷剂分流成第一低压冷剂、第二低压冷剂和第三低压冷剂。
在本发明较佳的实施例中，将用于为上述一级精馏塔提供冷量的第一低压冷剂通入至一级精馏塔的顶部；将用于为二级精馏塔提供冷量的第二低压冷剂通入至二级精馏塔的顶部；将用于为低温换热器提供冷量的第三低压冷剂返回至低温换热器，第三低压冷剂在低温换热器内换热后输出并返回至循环压缩机。
在本发明较佳的实施例中，上述第一低压冷剂和第二低压冷剂分别在一级精馏塔和二级精馏塔中换热后返回至低温换热器，第一低压冷剂和第二低压冷剂分别在低温换热器中提供冷量换热后输出并返回至循环压缩机。通过第一低压冷剂和第二低压冷剂分别在低温换热器中提供冷量，以与低温换热器中的热物料(例如合成气原料)进行换热。
在本发明较佳的实施例中，上述循环压缩机的冷剂选自N2、CH4、CO、乙烯、乙烷、丙烷、丙烯、丁烯、丁烷、戊烷中的一种或多种。
一种提纯合成气的设备，该设备是采用上述的提纯合成气的方法对合成气进行分离提纯的，设备包括低温换热器、分离器、一级精馏塔和二级精馏塔；分离器与低温换热器连通，以分离经低温换热器降温处理后的合成气原料，一级精馏塔与分离器连通，以分离经分离器分离后获得的一级液相，二级精馏塔与一级精馏塔连通，以分离经一级精馏塔分离后获得的二级液相。
本发明实施例的有益效果是：
本发明通过分离器、一级精馏塔和二级精馏塔在将CO和H2分离的同时还能够将合成气原料中的N2和CH4分离出，提高了产品的纯度。同时，整个分离提纯设备所需的冷量、热量均来自于循环压缩机或者产品自身，无需再提供额外的冷量或热量供应装置，大大降低了投资成本和能耗。并且，本发明产品CO压力可根据下游用户需要进行调整，操作更加灵活方便。
附图说明
为了更清楚地说明本发明实施例的技术方案，下面将对实施例中所需要使用的附图作简单地介绍，应当理解，以下附图仅示出了本发明的某些实施例，因此不应被看作是对范围的限定，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他相关的附图。
图1为本发明实施例的分离提纯的工艺流程图；
图2为本发明实施例的循环压缩制冷的工艺流程图；
图3为本发明实施例的提纯合成气的设备的结构示意图。
图中：100-设备；110-低温换热器；111-原料输入口；112-原料输出口；113-第一复热入口；114-第二复热入口；115-第三复热入口；116-第四复热入口；117-第一复热出口；118-第二复热出口；119-第三复热出口；120-第四复热出口；121-第五复热入口；122-第五复热出口；210-分离器；211-第一进料口；212-第一气相出口；213-第一液相出口；310-闪蒸罐；410-一级精馏塔；411-第二进料口；412-第二气相出口；413-第二液相出口；414-第一引流管路；510-二级精馏塔；511-第三进料口；512-第三气相出口；513-第三液相出口；514-第二引流管路；515-第一分流管；516-第二分流管；517-第三分流管；610-循环压缩机；611-第一压缩段；612-第二压缩段；613-冷剂输出管；614-第一冷剂输入管；615-第二冷剂输入管；710-减压阀；M1-合成气原料；M11-一级气相；M12-一级液相；M13-闪蒸气；M21-二级气相；M22-二级液相；M31-三级气相；M32-三级液相；C1-高压冷剂；C11-第一低压冷剂；C12-第二低压冷剂；C13-第三低压冷剂。
具体实施方式
下面将结合实施例对本发明的实施方案进行详细描述，但是本领域技术人员将会理解，下列实施例仅用于说明本发明，而不应视为限制本发明的范围。实施例中未注明具体条件者，按照常规条件或制造商建议的条件进行。所用试剂或仪器未注明生产厂商者，均为可以通过市售购买获得的常规产品。
实施例
一、合成气原料M1的分离提纯
请参照图1所示出的本发明实施例的工艺流程图。本发明实施例的分离提纯合成气的方法包括以下步骤：
步骤1：除杂预处理
本步骤包括：除去合成气原料M1中容易腐蚀设备或低温下容易对设备造成冻堵的有害杂质，避免在后续分离提纯工程中造成堵塞。该有害杂质包括但不限于：二氧化碳、甲醇、水、硫化物、不饱和烃、重烃和汞。在本发明的实施例中除杂预处理采用的是变温吸附工艺进行除杂。
本步骤还包括：使用外部冷量对合成气原料M1进行预冷，使合成气原料M1保持较低的温度，有利于后续分离提纯。在本实施例中，该外部冷量由冷却器提供。
经除杂预处理后的合成气原料M1为CO、H2、N2和CH4混合气体。
步骤2：降温处理
在将经过除杂预处理后的合成气原料M1通入低温换热器110中进行降温处理。具体地：
将经过预处理后的压力为1MPa～10MPa，温度-80℃～40℃的合成气原料M1通入至低温换热器110中进行换热。合成气原料M1在低温换热器110中的流向与低温换热器110中提供冷量的冷剂的流向相反，从而使得合成气原料M1能够与冷剂进行充分的热交换，并且被冷却至部分冷凝的状态。经主换热器冷却后的合成气原料M1温度降低至-170℃以下。
步骤3：分离H2
将经降温处理后的合成气原料M1在分离器210中进行气液分离，获得一级气相M11和一级液相M12，将一级气相M11返回至低温换热器110中复热后制得H2。具体地：
合成气原料M1在分离器210中进行气液分离，被分离成一级气相M11和一级液相M12。其中，一级气相M11为富H2，从分离器210的顶部输出，并将其通入至低温换热器110中进行复热，经过加热后，一级气相M11作为产品H2采出。一级液相M12从分离器210底部输出，并将其通入至一级精馏塔410中，继续进行后续分离步骤。经过分离器210分离后，一级液相M12包括CO、N2、CH4和少量H2。
优选地，本步骤还包括在将一级液相M12通入至一级精馏塔410中进行气液分离之前，对一级液相M12进行闪蒸处理，以去除残留在一级液相M12中的H2和部分N2。通过闪蒸处理将一级液相M12中少量H2全部分离出去，分离出的H2作为闪蒸气M13回收。同时，通过闪蒸处理还可以去除部分N2。
在进行闪蒸处理时，可以是一级闪蒸，也可以是连续的多级闪蒸，例如两级闪蒸、三级闪蒸，甚至是更多，本发明实施例对此不作特别限制。
本发明实施例在进行N2和CH4的分离提纯之前，通过分离器210和闪蒸罐310将合成气原料M1中的H2基本分离干净，使得进入一级精馏塔410中的一级液相M12主要包含CO、N2和CH4的混合气体，有利于后续分离提纯，从而提高产品纯度。
步骤4：分离N2
将一级液相M12通入至一级精馏塔410中进行低温精馏，获得二级气相M21和二级液相M22，将二级气相M21返回至低温换热器110中复热后制得N2。具体地：
一级液相M12在一级精馏塔410中进行低温精馏，被分离成二级气相M21和二级液相M22。其中，二级气相M21为富N2(含有少量CO)，温度和压力分别为-17℃和0.6MPa。二级气相M21从一级精馏塔410的顶部输出，并将其通入至低温换热器110中进行复热，经过加热后，常温采出。控制一级精馏塔410塔顶的温度和压力，操作温度和压力分别为-170℃和0.6MPa。二级液相M22从一级精馏塔410的底部输出，并将其通入至二级精馏塔510中，继续进行后续分离步骤。经过一级精馏塔410精馏后，二级液相M22包括CO和CH4，温度和压力分别为-160℃和0.6MPa。
一级精馏塔的再沸器所需的热量来自于低温换热器中的热物流。热物流包括合成气原料M1和来自循环压缩机610的高压冷剂C1。在一级精馏塔中，再沸器所需的热量来自于合成气原料M1或高压冷剂C1或两种结合。通过利用低温换热器110内的热量来加热自身物料，减少使用外部热源，从而降低系统能耗。
步骤5：分离CH4和CO
将二级液相M22通入至二级精馏塔510中进行低温精馏，获得三级气相M31和三级液相M32，将三级气相M31返回至低温换热器110中复热后制得CO，将三级液相M32返回至低温换热器110中复热后制得CH4。具体地：
二级液相M22在二级精馏塔510中进行低温精馏，被分离成三级气相M31和三级液相M32。其中，三级气相M31为高纯度的CO，温度和压力分别为-170℃和0.5MPa。三级气相M31从二级精馏塔510的顶部输出，并将其通入至低温换热器110中进行复热至常温，作为产品CO采出。控制二级精馏塔510塔顶的温度和压力，操作温度和压力分别为-170℃和0.5MPa。二级精馏塔510的底部为三级液相M32：CH4，温度和压力分别为-147℃和0.5MPa。将三级液相M32通入至低温换热器110中复热后常温采出。经过上述步骤后，将合成气原料M1中的CO、H2、N2和CH4全部分离出来，获得高纯的CO和H2产品。
二级精馏塔的再沸器所需的热量也来自于低温换热器中的上述热物流。热物流包括合成气原料M1和来自循环压缩机610的高压冷剂C1。在一级精馏塔中，再沸器所需的热量来自于合成气原料M1或高压冷剂C1或两种结合。通过利用低温换热器110内的热量来加热自身物料，减少使用外部热源，从而降低系统能耗。
需要说明的是，图1中箭头所指的方向不代表流体的实际流向，其仅仅用于说明本发明的分离提纯过程。
二、循环压缩制冷
请参照图2所示出的循环压缩机610的制冷过程。本发明实施例的提纯合成气的设备100的冷量来源于循环压缩机610。
循环压缩机610为低温换热器110、一级精馏塔410和二级精馏塔510提供冷量。将从循环压缩机610获得的高压冷剂C1通入至低温换热器110中换热后分流成三股冷剂，并将三股高压冷剂通过减压阀减压为第一低压冷剂C11、第二低压冷剂C12和第三低压冷剂C13。在本发明的其他实施例中，高压冷剂可被分成N股，N为大于1的整数。
请参照图2和图3，第一低压冷剂C11被通入至一级精馏塔410的顶部，用于为一级精馏塔410提供冷量。第一低压冷剂C11在一级精馏塔410内与一级液相M12(CO、N2和CH4)进行换热后，返回至低温换热器110中复热，此时，第一低压冷剂C11可用于冷却低温换热器110中的合成气原料M1或者高压冷剂C1。然后，第一低压冷剂C11从低温换热器110中输出，再返回至循环压缩机610中，进入下一个冷却循环。
第二低压冷剂C12被通入至二级精馏塔510的顶部，用于为二级精馏塔510提供冷量。第二低压冷剂C12在二级精馏塔510内与二级液相M22(CO和CH4)进行换热后，返回至低温换热器110中复热，此时，第二低压冷剂C12可用于冷却低温换热器110中的合成气原料M1或者高压冷剂C1。然后，第二低压冷剂C12从低温换热器110中输出，再返回至循环压缩机610中，进入下一个冷却循环。
第三低压冷剂C13被返回至低温换热器110，直接用于为低温换热器110提供冷量。第三低压冷剂C13在低温换热器110内换热后输出并返回至循环压缩机610。
本发明实施例的循环压缩机610的冷剂选自N2、CH4、CO、乙烯、乙烷、丙烷、丙烯、丁烯、丁烷、戊烷中的一种或多种。
下面对本发明实施例的提纯合成气的设备100进行说明。
请参照图3所示出的提纯合成气的设备100的结构示意图，其包括低温换热器110、分离器210、一级精馏塔410、二级精馏塔510和循环压缩机610。分离器210与低温换热器110连通，以分离经低温换热器110降温处理后的合成气原料M1。一级精馏塔410与分离器210连通，以分离经分离器210分离后的一级液相M12。二级精馏塔510与一级精馏塔410连通，以分离经一级精馏塔410分离后的二级液相M22。循环压缩机610分别与低温换热器110、一级精馏塔410和二级精馏塔510连通。
请参照图3，低温换热器110包括原料输入口111、原料输出口112、第一复热入口113、第二复热入口114、第三复热入口115、第四复热入口116、第一复热出口117、第二复热出口118、第三复热出口119和第四复热出口120。原料输入口111和原料输出口112用于在对合成气原料M1进行降温处理时对合成气原料M1的输入和输出。第一复热入口113、第二复热入口114、第三复热入口115、第四复热入口116、第一复热出口117、第二复热出口118、第三复热出口119和第四复热出口120用于在复热时对分离出的产品气体的输入和输出。
其中，第一复热入口113和第一复热出口117用于产品H2的输入和输出。第二复热入口114和第二复热出口118用于N2的输入和输出。第三复热入口115和第三复热出口119用于产品CO的输入和输出。第四复热入口116和第四复热出口120用于CH4的输入和输出。
优选地，低温换热器110还包括第五复热入口121和第五复热出口122，用于闪蒸气M13的输入和输出。
请参照图3，分离器210包括第一进料口211、第一气相出口212和第一液相出口213。第一进料口211与原料输出口112连通，将合成气原料M1引入至分离器210中进行气液分离。第一气相出口212与第一复热入口113连通，将分理出的高纯度H2返回至低温换热器110中进行复热。第一液相出口213连接至后续分离装置，例如一级精馏塔410。
优选地，当对一级液相M12进行闪蒸处理时，本发明实施例的设备100还包括闪蒸罐310。闪蒸罐310设置在分离器210和一级精馏塔410之间。第一液相出口213连接至闪蒸罐310。闪蒸罐310的数量为一个或多个。
请参照图3，一级精馏塔410包括第二进料口411、第二气相出口412和第二液相出口413。第二进料口411与第一液相出口213连通，用于将一级液相M12引入至一级精馏塔410中进行气液分离。第二气相出口412与第二复热入口114连通，将分理出的富N2返回至低温换热器110中进行复热。第二液相出口413连接至后续二级精馏塔510，用于进行下一步CO和CH4的分离。
进一步地，一级精馏塔410还包括用于将一级精馏塔410内的物料引出以在低温换热器110内进行换热的第一引流管路414。第一引流管路414设置在低温换热器110内，并且第一引流管路414的管体入口和管体出口均设置于一级精馏塔410的下部。或者根据图中未示出的一个优选实施方式，在一级精馏塔410内再设置单独的换热器(图未示)，将一级精馏塔410内的物料直接输入至换热器中进行换热，然后将吸收的热量用于为一级精馏塔410内的再沸器(图未示)供热。进入一级精馏塔410内的一级液相M12先返回至低温换热器110中进行换热，被加热呈气液混合相，然后再输出，与低温换热器110内的冷剂进行换热，从而分离出N2。
请参照图3，二级精馏塔510包括第三进料口511、第三气相出口512和第三液相出口513。第三进料口511与第二液相出口413连通，用于将二级液相M22引入至二级精馏塔510中进行气液分离。第三气相出口512和第三液相出口513分别与第三复热入口115和第四复热入口116连通，从而将分离后的三级气相M31：CO和三级液相M32：CH4，返回至低温换热器110中进行复热，得到产品CO气体和CH4气体。
进一步地，二级精馏塔510还包括用于将二级精馏塔510内的物料引出以在低温换热器110内进行换热的第二引流管路514，第二引流管路514设置在低温换热器110内，并且第二引流管路514的管体入口和管体出口均设置于二精馏塔510的下部。或者根据图中未示出的一个优选实施方式，在二级精馏塔510内也设置单独的换热器(图未示)，将二级精馏塔510内的物料直接输入至换热器中进行换热，然后将吸收的热量用于为二级精馏塔510内的再沸器(图未示)供热。
请参照图3，循环压缩机610包括第一压缩段611、与第一压缩段611连通的第二压缩段612、冷剂输出管613、第一冷剂输入管614以及第二冷剂输入管615。
冷剂输出管613设置于第二压缩段612的出气侧，为高压冷剂C1的输出管道。冷剂输出管613设置在低温换热器110内，用于与待复热的气体进行热交换，使自身保持较低的温度。
第一冷剂输入管614和第二冷剂输入管615分别设置于第一压缩段611和第二压缩段612的吸气侧。并且第一冷剂输入管614和第二冷剂输入管615均设置在低温换热器110内。
降压管与冷剂输出管连通，用以将放热后的高压冷剂C1进行降压分流，从而分别为一级精馏塔410、二级精馏塔510和低温换热器110提供冷量。降压管包括第一分流管515、第二分流管516和第三分流管517，其内部分别流通着第一低压冷剂C11、第二低压冷剂C12和第三低压冷剂C13。第一分流管515连接至一级精馏塔410的顶部，以将第一低压冷剂C11输入至一级精馏塔410中，为一级精馏塔410提供冷量；并且与第二冷剂输入管615连通。第二分流管516连接至二级精馏塔510的顶部，以将第二低压冷剂C12输入值二级精馏塔510中，为二级精馏塔510提供冷量；并且与第二冷剂输入管615连通。第三分流管517与循环压缩机610连通；。需要说明的是，第三分流管517与设置在低温换热器110内的第一冷剂输入管614连通，使得第三低压冷剂C13为低温换热器110提供冷量。第三低压冷剂C13在低温换热器110内换热后，再返回至循环压缩机610，进行下一个循环。
进一步地，第一分流管515、第二分流管516和第三分流管517上分别设置有减压阀710。
第一冷剂输入管614与第三分流管517连通，用于将换热后的第三低压冷剂C13返回至循环压缩机610中进行下一个循环。第二冷剂输入管615分别连接至一级精馏塔410的顶部和二级精馏塔510的顶部，并且第二冷剂输入管615分别与第一分流管515和第二分流管516连通，用于将换热后的第二低压冷剂C12和第一低压冷剂C11返回至循环压缩机610中进行下一个循环。
需要说明的是，第一低压冷剂C11、第二低压冷剂C12和第三低压冷剂C13在返回循环压缩机610之前，都会先在低温换热器110中进行一次换热，此时，第一低压冷剂C11、第二低压冷剂C12和第三低压冷剂C13在低温换热器110内主要用于为待降温的气体(合成原料气M1和高压冷剂)提供冷量，另一方面复热自身温度，便于再次作为冷剂使用。
根据图中未示出的一个优选实施例，本发明的提纯合成气的设备100还包括用于对合成气原料M1进行除杂预处理的预处理装置。预处理装置与低温换热器110的原料输入口111连通。预处理装置用于除去合成气原料M1中容易腐蚀设备或低温下容易对设备造成冻堵的有害杂质，避免在后续分离提纯工程中造成堵塞。该有害杂质包括但不限于：二氧化碳、甲醇、水、不饱和烃、重烃、硫化物和汞。本发明实施例的预处理装置为与变温吸附工艺相匹配的装置，其为现有设备，此处不再详述。
进一步地，本发明的提纯合成气的设备100还包括用于预冷合成气原料M1的冷却器，冷却器中具有例如液氮的冷却物质。
本发明实施例还涉及一种用合成气制取CO和H2的生产系统(图未示)。其包括原料供应装置以及本发明实施例的提纯合成气的设备100。原料供应装置用于提供合成气原料，其与提纯合成气的设备100连通。
下面对本发明实施例的工作原理进行说明。
请参照图1和图3，合成气原料M1经预处理装置(图未示)进行除杂预处理后通入至低温换热器110中进行降温处理。经降温处理后的合成气原料M1进入分离器210中进行气液分离，以分离出H2。在分离器210中，获得的一级气相M11为富H2，其从分离器210顶部输出，并在低温换热器110中复热后作为产品采出。在分离器210中获得一级液相M12从分离器210底部输出，并进入一级精馏塔410中继续分离提纯。再此之前，可以在闪蒸罐310中对一级液相M12进行闪蒸处理，以去除一级液相M12中剩余的H2，获得气相为闪蒸气M13，液相进入一级精馏塔410中继续分离提纯。进入一级精馏塔410中的一级液相M12主要包括：CO、N2和CH4。在一级精馏塔410中获得的二级气相M21为富N2，其从一级精馏塔410的顶部输出，并在低温换热器110中复热后常温采出。在一级精馏塔410中获得的二级液相M22包括CO和CH4，其从一级精馏塔410的底部输出并通入至二级精馏塔510中继续分离提纯。在二级精馏塔510中获得的三级气相M31为CO，其从二级精馏塔510的顶部输出，并在低温换热器110中复热后作为产品CO采出。在二级精馏塔510中获得的三级液相M32为富CH4，其从二级精馏塔510的底部输出，并在低温换热器110中复热后常温采出。由此，完成了整个合成气的分离提纯。
请参照图2和图3，对于本发明实施例的循环压缩机610的制冷原理进行说明。经循环压缩机610处理后的高压冷剂C1在低温换热器110中换热从低温换热器110输出，通过三个减压阀710，减压分流成第一低压冷剂C11、第二低压冷剂C12和第三低压冷剂C13。其中，第一低压冷剂C11输入至一级精馏塔410的顶部，为一级精馏塔410提供冷量，换热后输出，再返回至循环压缩机610进行下一个循环。同样地，在返回至循环压缩机610之前，第一低压冷剂C11先在低温换热器110中进行换热，以冷却待降温的热物流，同时复热自身温度。第二低压冷剂C12输入至二级精馏塔510的顶部，为二级精馏塔510提供冷量，换热后输出，再返回至循环压缩机610进行下一个循环。在返回至循环压缩机610之前，第二低压冷剂C12先在低温换热器110中进行换热，以冷却待降温的热物流，同时复热自身温度。第三低压冷剂C13直接返回至低温换热器110，为其提供冷量，然后再从低温换热器110输出，返回至循环压缩机610，进行下一个循环。第一低压冷剂C11、第二低压冷剂C12和第三低压冷剂C13经第一压缩段611和第二压缩段612处理后又变为高压冷剂C1，继续循环制冷，周而复始。
以上所述仅为本发明的优选实施例而已，并不用于限制本发明，对于本领域的技术人员来说，本发明可以有各种更改和变化。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。

Claims (7)

1.一种提纯合成气的方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤：
将合成气原料通入低温换热器中进行降温处理；
将经降温处理后的所述合成气原料在分离器中进行气液分离，获得一级气相和一级液相，将所述一级气相返回至所述低温换热器中复热后制得富H2气体；
将所述一级液相通入至一级精馏塔中进行低温精馏，获得二级气相和二级液相，将所述二级气相返回至所述低温换热器中复热后制得富N2气体；以及
将所述二级液相通入至二级精馏塔中进行低温精馏，获得三级气相和三级液相，将所述三级气相返回至所述低温换热器中复热后制得CO，将所述三级液相返回至所述低温换热器中复热后制得富CH4气体；
所述方法采用循环压缩机为所述低温换热器、所述一级精馏塔和所述二级精馏塔提供冷量；
将从所述循环压缩机获得的高压冷剂通入至所述低温换热器中换热后分流成三股冷剂，并通过减压阀将所述高压冷剂降压成第一低压冷剂、第二低压冷剂和第三低压冷剂；
将用于为所述一级精馏塔提供冷量的所述第一低压冷剂通入至所述一级精馏塔的顶部；
将用于为所述二级精馏塔提供冷量的所述第二低压冷剂通入至所述二级精馏塔的顶部；
将用于为所述低温换热器提供冷量的所述第三低压冷剂返回至所述低温换热器，所述第三低压冷剂在所述低温换热器内换热后输出并返回至所述循环压缩机；
所述第一低压冷剂和所述第二低压冷剂分别在所述一级精馏塔和所述二级精馏塔中换热后返回至所述低温换热器，所述第一低压冷剂和所述第二低压冷剂分别在所述低温换热器中提供冷量换热后输出并返回至所述循环压缩机。
2.根据权利要求1所述的提纯合成气的方法，其特征在于，所述方法还包括：在将所述一级液相通入至所述一级精馏塔中进行气液分离之前，对所述一级液相进行闪蒸处理，以去除残留在所述一级液相中的H2和部分N2。
3.根据权利要求2所述的提纯合成气的方法，其特征在于，所述闪蒸处理为一级闪蒸或连续的多级闪蒸。
4.根据权利要求1所述的提纯合成气的方法，其特征在于，所述一级精馏塔的再沸器所需的热量来自于所述低温换热器中的热物流。
5.根据权利要求1所述的提纯合成气的方法，其特征在于，所述二级精馏塔的再沸器所需的热量来自于所述低温换热器中的热物流。
6.根据权利要求1所述的提纯合成气的方法，其特征在于，所述循环压缩机的冷剂选自N2、CH4、CO、乙烯、乙烷、丙烷、丙烯、丁烯、丁烷、戊烷中的一种或多种。
7.一种提纯合成气的设备，其特征在于，所述设备是采用如权利要求1-6中任一项所述的提纯合成气的方法对合成气进行分离提纯的，所述设备包括所述低温换热器、所述分离器、所述一级精馏塔和所述二级精馏塔；
所述分离器与所述低温换热器连通，以分离经所述低温换热器降温处理后的合成气原料，所述一级精馏塔与所述分离器连通，以分离经所述分离器分离后获得的所述一级液相，所述二级精馏塔与所述一级精馏塔连通，以分离经所述一级精馏塔分离后获得的所述二级液相。
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